年产30万吨合成氨合成工段工艺设计毕业论文

年产30万吨合成氨合成工段工艺设计 IAbstract Ⅱ 21.1氨的用途 1.2氨的性质 21.2.1氨的物理性质 1.2.2氨的化学性质 1.3合成氨的生产方法 31.4合成工艺条件的选择 1.4.1操作压力 41.4.2反应温度 41.4.3空速 41.4.4合成塔进口气体组成 41.5合成氨工业的发展 62.1合成工段工艺流程简述 62.2工艺流程方框简图 62.3设备简述 72.3.1氨合成塔 72.3.2热交换器与废热锅炉 72.3.3冷交换器 72.3.4氨冷器 7 83.1设计要求 823.2工艺流程图 83.3物料计算 83.3.1合成塔入口气体组分 83.3.2合成塔出口气体组分 93.3.3合成率 93.3.4氨分离器气液平衡计算 93.3.5冷交换器气液平衡计算 3.3.6液氨储槽气液平衡计算 3.3.7液氨储槽物料计算 3.3.8合成系统物料计算 3.3.9合成塔物料计算 3.3.10水冷器物料计算 3.3.11氨分离器物料计算 3.3.12冷交换器物料计算 3.3.13氨冷器的物料计算 3.3.14冷交换器物料计算 3.3.15液氨贮槽物料计算 3.4热量衡算 3.4.1冷交换器热量计算 273.4.2氨冷凝器热量计算 3.4.3循环机热量计算 3.4.4合成塔热量衡算 3.4.6热交换器热量计算 4.1设备选型 4.1.1设备简述 404.1.2流程说明 4034.2合成塔设计 4.2.1合成塔筒体设计 4.2.2催化剂层设计 4.2.3下换热器 4.2.4层间换热器 4.3辅助设备选型 4.3.1废热锅炉 4.3.2热交换器 4.3.3水冷器 4.3.4冷交换器 4.3.6氨冷器Ⅱ I年产30万吨合成氨合成工段工艺设计摘要：氨是一种重要的化工产品，在国民经济中有重要的作用。对合成氨工艺进行设计研究，并对其过程进行设计优化。氨合成工段包括氨的合成、分离、气体再循环、惰性气体排放等基本过程，其中氨合成是合成氨工艺的中心环节。本设计主要目的是对合成氨的合成工段进行设计，根据已给组成的原料气的组成，进行工艺系统计算，包括物料衡算、热量衡算、设备的数据计算及选型等。合成工段中的主要设备为氨合成塔，结合设计数据及技术现状，本设计选择的氨合成塔的内件为三段绝热冷激--内冷式内件，该内件具有结构合理、氨净值高、产量大等优点。根据物料及热量衡算的数据，计算出内件中绝热床层及换热器的有关尺寸数据，并对一些辅助设备进行设计选型。根据计算数据，绘制出主要设备及带控制点的工艺流程图等。关键词：合成氨物料衡算热量衡算合成塔Ieconomy.Itisverynecessarytoexplheequipment.Ammoniasynthesisfduringtheprocess,theammoniasynthesisisthemostimportantlink.Themainpudesignistodevisethesynthesisprocessofammoniasynthesis.Accordingtothecompositionofrawgasthathasknown,wecarryonthecalculationofthecraftsystem,includingmaterialbalance,heatbalance,thecalculationandselectionoftheequipment.Theammoniasynthesistoweristhecrucialequipmentoftheprocess,combininginnerpartshavetheadvantagesofreasonablestructure,highammoniavalue,large-tonnageyieldetc.AccordingtothemateriKeyWords:Syntheticammonia;materalbalance;heatbalance;synthes1氮元素是生物生存所需的基本元素之一，而合成氨则是进行固氮的最有效的方法。合成氨工业是重要的化工生产部门，迄今已有80多年的历史，它是一个耗能大户，世界上大约有10%的能源用于氨的合成，其生产的氨是重要的化工原料，广泛用于制取尿素、树脂、橡胶、炸药、橡胶等。早期合成氨主要以焦炉气、水电解氢气及焦炭气化产生的水煤气为原料，70年代开始转向以天然气、石脑油为原料川。由于中国煤炭资源丰富、石油和天然气稀缺，合成氨生产主要以煤为主要原料。以煤为原料的合成氨生产工艺主要包括原料气的制备、原料气的净化(脱硫、变换、脱碳、精制)、气体压缩、氨的合成、氨的分离、未反应气体的循环等部分。本设计就根据已给组成的精制气，设计合适的流程来合成氨，并对主要设备氨合成塔进行选型设计。合成氨工业经过近80多年的发展，技术相对比较成熟。目前，大多合成氨装置都选择中、低压合成工艺。目前在国际上用于氨合成中具有代表性的低能耗制氨工艺有：美国的原Kellogg工艺(现为KBR)、丹麦托普索工艺、瑞士卡萨利工艺、德国伍德工艺等。这几种氨合成工艺流程类似，都是为了提高氨净值。合成塔的主要部分为内件。随着科技的发展，人们研究出了各种类型的内件。以反应床论，可分为绝热式和内冷式，即床层内含有移热装置，如单冷管等；以移热方式论，可分为冷激式、层间换热式、内冷式以及冷激间换热复合式；以反应气体流向论，可分为轴向型和径向型以及轴径向混流型，其各有所长12]。轴向流塔操作稳定，催化剂装量多；径向流塔效率高，压力降小，操作敏感性强，要求高效催化剂。根据催化剂床层中是否设置冷管(内冷)方式可划分为：①单层轴向内冷式内件；②冷管改进型内件；③多层绝热冷激式内件；④多层绝热复合换热式内件；⑤副产蒸汽式内件3。本设计则采用多段绝热冷激式内件。合成氨反应是利用含有氮气和氢气的原料气，在一定的温度压力下，在有催化剂的作用下进行的，此反应为一可逆反应。其中催化剂在合成氨反应中有重要的作用。合成氨的催化剂有三条技术路线：传统的Fe₂O₄路线，英国BP公司的钌基催化剂及我国的FeO基催化剂体系[4]。本设计则根据已有的技术，选用已经在合成氨工业中使用较长时间的A106型催化剂。2第一章合成氨综述1.1氨的用途氮元素是生命存在的基础，它是构成蛋白质的重要物质。在我们生活的大气环境中存在有大量的氮，其主要以氮气的形式存在于空气中，其体积占78%(体积分数)以上。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。在实际生产中，固定氮的方法有电弧法、氰氨法及合成氨法。目前，固定氮最方便、最经济的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业。氨是最重要的基础化工产品之一，其产量居各种化工产品的首位。氨主要用于农业生产。合成氨是氮肥工业的基础，氨气本身是重要的氮素肥料，与此同时，氨也可以用于生产其他氮肥，如硝酸铵、复合肥等，这部分约占70%的比例，称之为“化肥氨”。氨也是重要的无机化学和有机化学工业基础原料，这部分约占30%的比例，称之为“工业氨”5]。氨气可作为生产铵、胺、染料、炸药、制药、合成纤维、合成树脂的原料[6]。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨气及其加工产品都是不可缺少的。1.2.1氨的物理性质氨气在常温下是无色有刺激性气味的气体，对人体的眼、鼻、喉等有刺激作用，接触时应小心。如果不慎接触过多的氨而出现病症，应及时吸入新鲜空气和水蒸气，并用大量水冲洗眼睛。氨极易溶于水，在常温、常压下，1体积水能溶解约700体积的氨。因此，用水喷淋处理漏氨事故，能收到较好的效果。氨气在水中的溶解度随着压力增大而降低，氨水在溶解时放出大量热，氨水中的氨极易挥发。常压下气态氨气需冷却到-33.35℃(沸点)才能液化，而在常温下需加压到0.87MPa时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热，因此可以作为制冷剂。1.2.2氨的化学性质氨气溶于水以后叫氨水，其显弱碱性，化学性质类似于其他碱性物质，如可以与酸性物质反应，能与一些氧化物反应等。其他的性质如下：34NH₃+5O₂→4NO+6H₂O(2)氨与酸或酐反应生成盐类，是制造氮肥的基本反应：NH+HNQNH(3)氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵，进一步脱水成为尿素：2NH+CQ=NHCOO(4)氨与二氧化碳和水作用，生成碳酸氢铵：NH+CQ+HθNHE(5)氨可与盐生成各种络合物，如CuC₂.6NH₃、CuSO₄.4NH₃。合成氨的生产主要包括以下步骤:第一步是造气，即制备含有氢、氮的原料气。第二步是原料气的净化，具体流程有脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化[7]等。第三步是压缩和合成，将纯净的氢、氮混合压缩到高压，在催化剂与高温条件下合成为氨。合成的氨需要进行冷却分离，才能得到产品，分离后的气体要继续回到合成系统中，补充原料气后继续参与反应。目前氨合成的方法，由于采用的压力的不同，一般可分为低压法、中压法和(1)低压法操作压力低于20MPa的称低压。采用活性强的亚铁氰化物作催化剂，但它对毒物很敏感，所以对气体中的杂质(CO、CO₂)要求十分严格。也可用磁铁矿作催化剂，操作温度450-550℃。该法的优点是操作压力和温度较低，生产容易管理，对设备、管道的材质要求低。但低压法合成率不高，合成塔出口气体中含氮约8%-10%,催化剂的生产能力比较低，合成流程复杂，生产成本较高，在实际生产中并不适用。(2)中压法操作压力为20-35MPa的称为中压法，操作温度为450-550℃。中压法的优缺点介于高压法与低压法中间，但从经济效果来看，设备投资费用和生产费用都比较低。(3)高压法操作压力为60MPa以上的称为高压法，其操作温度大致为550-650℃。高压法的优点是，催化剂的生产能力较大，氨合成的效率高，合成氨出口气体中含氨达25%-30%。此种方法氨分离效果好，设备和流程比较紧凑，设备规格小，投资少，但由于在高压高温下操4作，对设备和管道的材质要求比较高，合成塔需用高镍优质合金钢制造。高压法合成率高，但催化剂层内的反应热不易排除而使催化剂长期处于高温下操作，容易失去活性。1.4合成工艺条件的选择从化学平衡和反应速率两个方面考虑，提高操作压力对反应是有利的，它不仅能提高设备的生产能力，还可以简化氨的分离流程。但是对设备的材质和加工提出了更高的要求，操作中催化剂易碎，这会增加反应气体的流动阻力和影响催化剂的使用寿命，操作安全性较差。目前高压法已经淘汰。为保证具有较高的平衡氨浓度，在降低压力的同时，要求催化剂在比较低的反应温度下即有较高的反应活性。所以要根据能量消耗、原料费用、设备投资等综合技术经济效果来选择操作压力。合成氨反应是一个可逆放热反应，当温度升高时，平衡常数下降，平衡时氨含量必定减少，因此必须及时的将反应热移除，以降低合成塔的温度。因此从化学平衡角度考虑，应尽可能采用较低的反应温度。在合成氨反应中使用催化剂是较好的选择，而催化剂必须在一定的温度范围内才具有活性，所以氨合成反应温度必须维持在催化剂的活性范围内。合成氨生产所用的催化剂活性温度在400-500℃,反应温度不能低于活性温度。在合成氨生产过程中，随着反应的进行，转化率不断增加，最佳温度随转化率增加而降低。在实际生产中，应尽可能沿着最佳温度曲线进行。空速是反应气在催化剂床层的停留时间的倒数。空速大，单位体积催化剂处理的气量大，能增加生产能力。但是空速过大，催化剂与反应气体的接触时间太短，部分反应物未参与反应就离开了催化剂表面，进入气流，导致反应速率下降。另外，气量过大，使设备负荷及动力消耗增大，氨分离不完全。因此，空速要保持在一定的范围。1.4.4合成塔进口气体组成(1)氢氮比根据理论分析，当原料气中H₂与N₂的摩尔比为3:1时[9],氨的含量最高。但从动力学角度分析，最适宜氢氮比随着氨含量的变化而变化。从氨的合成反应动力学机理可知，氮的活性吸附是合成氨反应过程中速度的控制步骤，因此适当提高氮气浓度，对氨合成反应速度有利。在实际生产中，进塔气体的氢氮比控制在2.8~2.9比较适宜。(2)惰性气体含量5惰性气体来源于新鲜空气，它们不参与反应因而在系统中积累。惰性气体的存在，无论从化学平衡还是动力学上考虑均属不利。但是，维持过低的惰性气体含量又需要大量排放循环气，导致原料气消耗随之增大。因此，循环气中惰性气体含量应根据新鲜气惰性气体含量、操作压力、催化剂活性等条件而定。在产中，一般要保持新鲜气中含惰性气体的体积分数在0.5%-1.0%之间，并控制循环气中惰性气体的体积分数在10%-15%之间。(3)初始氨含量当其他条件一定时，进塔气体中氨含量越高，氨净值越小，生产能力越低。初始氨含量的高低取决于氨分离的方法。对于冷冻法分离氨，初始氨含量与冷凝温度和系统压力有关。为过分降低冷凝温度而过多的增加氨冷负荷在经济上并不可取。操作压力为30MPa左右时，一般进塔氨含量控制在3.2%~3.8%。中国有些厂采用水吸收法分离氨，初始氨含量可在0.5%以下。1.5合成氨工业的发展合成氨是化学工业中产量很大的化工产品。目前，合成氨年总消费量(以N计)约为78.2Mt,其中工业用氨量约为10Mt,约占总氨消费量的12%。合成氨主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等。世界以天然气制氨的比例约占71%,俄罗斯为92.2%、美国为96%、荷兰为100%;中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨，天然气制氨仅占20%。生产合成氨的方法主要区别在原料气的制造，其中最广泛采用的是蒸汽转化法和部分氧化法[10]。中国合成氨生产是在20世纪30年代开始的，当时仅在南京、大连两地建有氨厂，最高年产量不超过50kt(1941年)。中华人民共和国成立以来，化工部贯彻为农业服务的方针，把发展化肥生产放在首位。经过多年的努力，我国已拥有多种原料，不同流程的大、中、小型合成氨工厂550余个。在技术力量方面，我国已拥有一支能从事合成氨生产的科研、设计、制造和施工的高素质技术队伍。在生产能力方面，1980年中国合成氨产量为1498万吨，到1990年上升至2129万吨，仅次于前苏联名列世界第二。目前，全球合成氨的生产能力已经超过160Mt/a,中国的生产能力达到45Mt/a,居全球第一位[11]。我国合成氨工业存在一些特殊问题，我国的油气资源贫乏，但煤炭资源相对丰富，这就决定了我国合成氨工业的原料要以煤炭为主。2011年，国内合成氨生产原料中，煤炭约占76.2%,天然气约占21.3%,油约占1.5%,焦炉气约占0.9%l¹2]。目前我国的氮肥行业产能普遍偏低，耗能高，污染大，急需采用成熟的粉煤气化技术，以提高原料利用率，降低对环境的危害。6第二章合成工段工艺简介2.1合成工段工艺流程简述由氮氢气压缩机送来温度35℃~45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气体混合，而后温度被降至17℃,进入氨冷器I。气体管内流动，液氨在管外蒸发，使管内气体冷却至0℃左右，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-10℃左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用分离器将液氨分离，分离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22℃后出冷交换器，气体经循环压缩机，由塔上部进入，先经塔内环隙后，出合成塔，然后进塔外换热器预热，再由合成塔的下部进入下换热器，移走第三绝热床反应热，气体升温后再进入层间换热器，后经中心管进入第一绝热床层进行绝热反应，出第一绝热层后经冷激器降温，再入第二绝热床进行合成反应，气体氨净值升高，出第二绝热床气体进入层间换热器，移走热量，使冷气升温，热气体降温后进入第三绝热床进行合成反应，气体氨含量增加到16.5%,再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉。换热产生蒸汽后进入塔外换热器，蒸汽本身温度降至112℃左右进水冷器被冷却产生部分液氨，温度降至35℃,混合气液进氨分离器，分离液氨，分离的液氨去液氨罐贮存，出氨分离器的气体则部分放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至17℃与新鲜气混合，继续下一循环。2.2工艺流程方框简图合成塔废热锅炉热交换器合成塔废热锅炉热交换器水冷器冷交换器氨冷器I氨冷器Ⅱ氨分离器液氨贮槽循环机图2.1合成系统流程简图72.3设备简述合成氨过程是一个相当复杂的过程，根据上面流程图，用到的设备很多，其中主要的设备为合成塔，辅助设备有氨冷器，氨分离器，冷交换器，水冷器等。氨合成塔是合成氨工段的核心设备，合成塔内部的主要设备是合成塔内件，其按结构形式可分为：冷管型内件、冷激型内件、段间热型内件及混合型内件等；按内件气体流向可分为：轴向型内件、径向型内件和轴径向混合型内件等。本设计很据实际情况，采用绝热冷激间冷式内件。大致结构为第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+下换热器，层间换热器与下换热器串联，绝热床层中装填催化剂。2.3.2热交换器与废热锅炉合成氨反应为一放热反应，在工业生产中考虑到节能及降低成本，广泛采用热交换器，达到热量的有效利用。热交换器的使用把合成反应中生成的热量交换出来，用来预热原料气，提高入塔气的温度，降低了合成塔的热负荷。废热锅炉的作用相当于一个换热器，对出塔的热气进行冷却，副产蒸汽，进入蒸汽管网，可以用生产过程中的其他工段，实现了对热量的充分利用。2.3.3冷交换器冷交换器分为上下两部分，上部换热器为列管换热器，下部为氨分离器，将热气体在进入氨冷器前用冷气体进行冷却换热，以回收冷气体的冷冻量，使进入氨冷器的热气体预冷却，从而节省冷冻量，同时分离经氨冷后含氨混和气中的液氨。氨冷器使用生产出的液氨为冷源，把循环气中的氨冷却为液体，并进行分离，以保证合成塔入口氨含量在规定的范围。本设计中采取两台氨冷器串联，降低了冷却负荷，提高8第三章工艺设计计算年工作日：330天；产量37.8788t/h;合成塔操作压力：32MPa(绝压);合成塔进气(摩尔百分数):NH₃2.5,CH₄+Ar15;水冷器出口温度：35℃;精炼气温度：35℃;精炼3.2工艺流程图66753循环机421氨冷器I液氨贮槽冷交换器氨分离器1—新鲜气13—放空气20—驰放气图3.1工艺流程图3.3物料计算3.3.1合成塔入口气体组分9表3.1入塔气体组分含量(%)NH₃ArH₂N₂总计61.87420.625注：表3.1-3.12中的组分含量均为摩尔含量以1000kmol入塔气作为基准求出出塔气体组分，由以下式计算塔内生成氨含量：=0.75×(1-0.165-0.13223-0.03816)×100%=49.838%出塔氮含量：ys,v₂=0.25×(1-0.165-0.13223-0.03168)×100%=16.612%表3.2出塔气体组分含量(%)NH₃ArH₂N₂总计49.838=29.133%3.3.4氨分离器气液平衡计算表3.3氨分离器入口混合物组分含量m;(%)NH₃ArH₂N₂总计Kvr₃Kn₂Kv₂L=L(NH₃)+L(CH₄)+L(Ar)+L(H₂)+L(N₂)=0.08261kmol计算气液比：误差结果合理从而可计算出液体中各组分含量液体中甲烷含量：xcm=Lcn₂/L=0.00143÷0.08261×100%=1.731%表3.5氨分离器出口液体组分含量(%)NH₃H₂N₂总计出口气体组分含量表3.6氨分离器出口气体组分含量(%)NH₃H₂N₂总计冷交换器第二次出口气体含量等于合成塔进口气体含量，由气液平衡原理根据合成塔入口气体含量yi和操作条件下的分离温度可以查出K,便可以解出xi。Kwi₃KH₂Kv₂冷交换器出口液体组分含量出口液体氩含量：表3.8冷交换器出口液体组分含量(%)NH₃ArH₂N₂总计图3.2液氨储槽物料简图氨分离器液体和冷交换器出口分离液体汇合进入液氨储槽经减压溶解在液氨中的气体会解吸形成驰放气，两种液体百分比估值，即水冷后分离液氨占总量的百分数。水冷后分离液氨占总量的57.554%,冷交换器分离液氨占总量的42.446%。液氨储槽入口1Kmol液体计算为准，即Lo=1Kmol,入口液体混合后组分含量：表3.9液氨储槽入口液体组分含量(%)NH₃ArH₂N₂总计96.8100.1190.408表3.10当T=17℃,平衡压力P=1.568Mpa,查平衡常数KN₃Kh₂Kv₂根据气液平,设V/L=0.0821,代入上式得：出口液体氢气含量：L(总)=0.9239,V=1-0.9239=0误差满足设计要求。表3.11液氨储槽出口液体组分含量(%)NH₃H₂N₂总计表3.12出口驰放气组分含量(%)NH₃ArH₂N₂总计以液氨储槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨储槽出口液体量L(19)=1000×22.4÷(0.9987×17)=1319.362CH₄Lu)=L×Xuwm)=1319.362×0.0484%=0.638mArL₀9A)=L(g)××19m)=1319362×0.003%=0.0395n³H₂Lgn,)=Lg)×Xn₉h)=1319.362×0.033%=0.441mN₂Ly,y=Lg)×Xow,)=1319.362×0.009%=0.119m³CH₄Vau)=V₂o)×Y(aon)=108.320×14.447%=15.649m³ArVao)=Vao)×Y(zom)=108.320×1.526%=1.656m³H₂Ycom,)=Yaoy×y(am,)=108.320×19.120%=20.720m³N₂Vaw,)=Vao)×y(w,)=108.320×5.258%=5.695m³液氨储槽进口液体：入口液体各组分含量计算：L(21)=L(19o+VzoiCH₄L₂cu=1.124+15.649-16.773m³H₂L₂₂)=0.441+20.720=21.161m³N₂L₂₁w,=0.119+5.695=5.820m³入口液体中组分含量核算：入口液体中甲烷含量：m(ocH)=16.773÷1427.682×100%=1.175%入口液体中氢气含量：m(on₂)=21.209÷1427.682×100%=1.485%入口液体中氮气含量：m(on₂)=5.807÷1427.682×100%=0.407%满足设计要求。图3.3合成系统物料简图将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补V*,离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V,产品液氨L,由前计算数据如表7.5表3.13前计算数据名称NH₃H₂N₂气量补充气V补放空气V放弛放气液氨0.0008520.000334入塔气Vλ出塔气V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补，V放，循环回路中氢平衡：循环回路中氮平衡：Vyx,+0.5Vyw循环回路中惰性气体平衡：V(0.0110+0.0033)=V放(0.14140+0.04275)+108.320×(0.14447+0.01529)0.143V补=0.18415V放+17.327V补=12.878V放+12.3270.165V出-0.025Vx=0.09376V放+108.3320×0.5966+1317.647循环回路总物料平衡：联立(3-1)到(3-5)各式解得：V=135.479m³;V#=2956.387m³;Vm=10212.836m³;Vx=11607.770m³N₂V₅x,=11607.770×20.625%=2394.103m³合成塔一出，二进物料，热交换器，冷气进出物料等于合成塔入塔物料NH₃V%.n₁=10212.836×16.5%=1685.118m³CH₄Vcu=10212.836×13.223%=1350.443m³ArV₈=10212.836×3.816%=389.722m³H₂Vμ,=10212.836×49.838%=5089.873m³N₂V₈v,=10212.836×16.612%=1696.563m³合成塔生成氨含量：△V(m,=Vwn,-V₅wn,=1685.118-290.194=1394.924m³废热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔的物料。即Vg=Vg=V₁o=10212.836m³进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V₁oλ=10212.836m³出器物料：在水冷器中部分氨气被冷凝；由氨分离器气液平衡计算得气液比(V÷L)=11.110V₁₁m+L₁1m=L10x=10212.836(3-7)将Vu#=11.110Lu带入(3-7)得：V₁u=9369.149m³出口气体组分由Vui=Vt×yui得：其中：NH₃Vw=9369.149×9.376%=878.451mArV=9369.149×4.145%=388.351m³出口液体各组分由L₁1i=Vgi—VriiCH₄Lch=1350.443-1336.884=13.559m³ArLur=389.722-388.351=1.371m³即Vu=V₁₁+L₁=9369.149+843.687=10212.836m²CH₄Vc=135.479×14.269%=19.331m³进器物料：进器物料等于氨分离器出口气体物料减去放空气量V₁4=V₁₂-V₁₃=9369.149-135.479=9233.670m³CH₄V₄cu₁=9233.670×14.269%=1317.552m³出器物料(热气):设热气出口温度T=17℃设热气出口氨体积为a,则：计算得a=580.769L₁₇wn₁=V₄v-a=865.749-580.769=284.980mCH₄V₁rc₄=L₁4cn₄=1317.552m³ArV₁7Ar=L₁4Ar=382.736m³H₂V₁7H₂=L₁7₂=4999.849mN₂V₁7N₂=L₁7N₂=1667.693m³出口气体各组分：NH₃V₁g(进器气体物料)=V₁+V₁₇=2956.387+8948.691=11905.078m³进器气体组分含量V₁gi=V₁+Vl₇iCH₄Vc=32.816+1317.552=1350.ArVs₄=9.460+382.736=392.196m³Ary₁g₄=392.196÷11905.078×100%=3.294%H₂y₁s,=7200.879÷11905.078×100%=60.486%³N₂ysw,=2380.478÷11905.078×100%=19.995%进器液体等于冷交换器冷凝液氨量：氨冷器出口气量：V₂=V₁g-b=11905.078-290.387=11614.691m³ArV₂₄r=V₁s₄=392.196m³H₂V₂n₂=Vsn₂=7200.879m³N₂V₂w₂=V₁sv₂=2380.478m³Ary₂=392.196÷11614.691×100%=3.378%3图3.4冷交换器物料简图Lv₁=575.367m³L+V=FL×xvn₁+V×Yxn₃=F×mvi₃V'π=V+V₁V₁7=V₈-V₃-L₁sv将Vg=10212.836m³V'u=2956.387+9233.67=12190.057m³V=1.026—(0.1056÷0.95925)=0.L=1-V=0.04803由可求出冷交换器冷凝液体量：出器物料：冷交换器(冷气)出口气体物料等于进口总物料减去冷激液体量V₃=11894.358-585.612=11605.ArV=11605.746×3.357%=389.605m³误差在设计允许的范围内，满足要求。校核氨分离器液氨百分数氨分离器液氨百分数：冷交换器分离液氨百分数：分%=1-58.325%=41.675%CH₄L₂₁cn=14.604+2.501=17.105m³百分含量：CH₄x₂cn=17.105÷1429.299×100%=1.197%Arx₂u=1.723÷1429.299×100%=0.121%H₂x₂w₂=21.477÷1429.299×100%=1.503%V²o=108.320m³ArV²o=1.656m³CH₄L₉cn₄=L₂₁cn₄-Vzocn₄=17.105-15.649=1.456m²ArL₉₄=L₂A-V₂o₄=1.732-1.656=0.076m²H₂L₉n₃=L₂₁₂-Vzon₂=21.477-20.768=0.709m³CH₄xic=1.456÷1320.797×100%=0.110%Arx₉=0.076÷1320.797×100%=0.006%N₂x₁gw,=0.140÷1320.797×100%=0.011%核算结果符合要求。3.4热量衡算图3.5冷交换器热量计算示意图(1)热气进口温度，冷交换器热气进口温度等于水冷器气体出口温度，由题意知T₁4=35℃。(2)冷气进口温度，为保证合成塔入口氨含量在2.5%,出氨冷器的气体的氨含量必须等于小于2.5%,设过饱和度为10%,则，该冷凝温度下的平衡氨含量为：y*v₁=0.025÷1.1×100%=2.27%查《小氮肥工艺设计手册》[17]图9-3-1平衡氨含量为2.27%;p=28.4MPa时，冷激温度T₂=-10℃,故冷气进口温度等于-10℃。(3)热气体带入热量，热气体在器内处于氨饱和区，计算气体比热容时先求常压下气体比热容，然后用压力校正的方法计算实际的气体比热容：查T₁4=35℃,p=28.42MPa时的各组分比热容并计算得：C⁰,m=29.806卡/克分子.度，查《小氮肥工艺设计手册》见下表：表3.14各组分临界参数表组分H₂N₂NH₃=112.273K=3.246Mpa查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：△C,=4.598KJ/kmolC,由压力校正法：热气体带入热量：(4)冷气体带入热量：查T₂=-10℃,p=28.42MPa时各组分比热容并计算得：C⁰m=6.925KJ/kmokC经计算得Tm=83.882KPm=11.326MpaTm=(-10+273.15)÷83.882=3.137Prm=28.42÷11.326=2.509查《小氮肥工艺设计手册》附表1-5-8得：由压力校正法：冷气体带入热量：(5)氨冷凝热：设热气出口温度为17℃,热气体在器内由35℃冷却到17℃然后进行氨冷凝，查氨冷凝热Im=1197.445KJ/Kg液氨冷凝放出热量：(6)液氨带入热量：查-10℃时液氨比热容C,=4.535KJ/K·C(7)热气体带出热量：查T₁4=17℃,28.42MPa时的各组分比热容并计算得：C⁰m=29.464KJ/kmolC405.49=103.211Kp=0.55872×12.8+0.18636×33.5+0.14723×43.36+0.04728×48.1+0.06479×101.65=28.639atm=2.902MpaQ₁7=V₁₇Cpl₇T₁7=8948.691×17×33.853÷22.4=229909.849KJ(10)冷气体带出热量：=495844.322+(-187100.228)+258982.763+(-19802.642)-229909.849-17266.022-=320550.986KJ设T₃=19.5℃查p=28.42MPa时的各组分比热容并计算得：Cp₃=29.108KJ/kmolC,T₃=618.529÷32.414≈19.083℃=495844.392+258982.763-229909.849-17266.022=507651.284KJ表3.15冷交换器热量平衡汇总表收方热量(KJ)支方热量(KJ)管内热气体带入热量Q₁管外冷气体带入热量Q,管内液氨冷凝热Q管外液氨散热Qπ小计495844.392-187100.228258982.763-19082.642548644.285管内热气体带出热量Q管内液氨带出热量Q17t管外液氨带出热量Q1管外冷气带出热量Q:229909.849-19082.642320550.986548644.285图3.6氨冷凝器热量计算示意图(1)气体带入热量：Q₁7由冷交换器热量计算Q₁z=229909.849KJ(2)气体中液氨带入热量：Q₁π由冷交换器热量计算Q₁z=17266.022KJ(3)氨冷器中气氨冷凝热，查《小氮肥工艺设计手册—理化数据》在-10℃,Iwm,=1295.633KJ/kgQ₁x=Lw×17×Ixm÷22.4=290.387×17×1295.633÷22.4=285535.476KJ(4)新鲜气带入热量QIT₁=35℃,p=31.36MPa查压力下各组分气体比热容然后用叠加的方法计算得实际气体混合氨冷器收入总热量QQ=Q₁₇+Q₁7t+Qr+Q=229909.849+17266.022+285535.476+137194.834=669906.181KJ氨冷器入口混合物温度Tlg计算Q₁s=Q-Q*=V₁gCp₁8T₁g+VisLCpIsLT₁g=669906.181-285535.476=384370.705KJ合热容△Cm=3.762KJ/kmolCCpm=30.502KJ/kmokC-15℃时液氨Im=1663.767KJ/kg△Ix=1128.185KJ/kg表3.16氨冷器热量平衡汇总表收方热量(KJ)支方热量(KJ)气体带入热量气体中氨冷凝热液氨带入热量新鲜气带入热量小计229909.849285535.476669906.181气体带出热量液氨带出热量冷冻量小计00669906.181669906.1813.4.3循环机热量计算(1)出口温度计算由《小氮肥工艺设计手册—理化数据》表1-1-1查的绝热指数如下表：表3.17各组分绝热指数组分H₂N₂ArNH₃K=1.394由前已知Tx≈19.09+273.15=292.24K,p=31.458MPa,px=28.42(3)压缩功又p₁=28.42MPa,p₂=31.458MPa,K=1.394,Z₂=1.13,Z₁=1.02将上述数据带入压缩功的计算式得：N=38.005KWQn=3600N=3600×38.005=136817.007KJ(4)气体带出热量Q₄=Q₃+Qn=320550.986+136817.007=457367.993KJQ₄=V₄Cp₄T4KJ/kmokCCpKJ/kmokC△Cpm=2.559KJ/kmokC图3.7合成塔热量计算示意图：T₆=Ts+1.46H=27.62+1.46×13.5=47.33℃由前计算Q₄=457367.993KJ因油分离器内无温升变化(忽略损失)Qs=Q₄=457367.993KJ(3)气体反应热Qg:设合成塔二出温度365℃,假定气体在塔内先温升至出口温度后进行氨合成反应在压力—Hg=11599+3.216×365=12772.84Kcal/kmol=53390.471KJ/kmol则合成塔内反应热Q=(O₆+Q+Q)-(Qn+Q₅)=V₇C₇T₇Q₆=11607.770×35.213×47.33÷22.4=863655.031KJQg=10212.836×35.231×365÷22.4=5862949.784KJα=0.209×T+33.44=0.209×80+33.44=50.16KJ/m²*hQ=50.16×F×(T-T)=50.16×3.14×1.008×15×[80-(-5)]=202422.085KJ(8)合成塔二入温度计算：误差=(186.799-186.5)÷186.5×100%=0.160%假设值与实际值基本相符计算有效。合成塔气体二次入口带入热量Q₇=(863655.031+5862949.784+202422.085)-(3324805.775+457367.993)=3146853.907KJ表3.18合成塔热量平衡汇总表收方热量(KJ)支方热量(KJ)一次气体进一次气体出口带入热量Q₅Q₆二次气体进二次气体进口带入热量Q₈热损失Q报小计小计3.4.5废热锅炉热量计算：Cp=34.895KJ/kmokCQg=V₉C₉T₉=10212.836×34.895×220÷22.4=3500130.388KJ△Q=Qo-Qg=3500130.388-5862949.784=-2362819.396KJQ数=X×I₁=888.656×125.484=111512.110KJQ=2362819.396+111512.110=2474331.506KJ表3.19废热锅炉热量汇总表热量(KJ)热量(KJ)管内热气带入热量管内热气带出热量Q₈Q₉软水带入热量Q软QQ₆(3)冷气带出热量Q₇(4)热气出口温度计算Q₀=Vo×Cplo×T△Cpm=5.057KJ/kmokCCpm=31.252KJ/kmokCCp=Cpm+△C,m=5.057+31.252=36.039KJ/kmokC误差=(75-74.894)÷75×100%=0.141%假设值与实际值基本相符计算有效(5)热交换器热负荷△Q=Q₇-Q₆=Q₁o-Qo=3146853.132-863655.031=2283198.101KJ表3.20热交换器热量汇总表热量(KJ)热量(KJ)冷气带入热量Qo冷气带入热量Q₇热气带入热量Q热气带出热量Q1o3.4.7水冷器热量衡算：由题意知水冷器出口温度Tu=35℃,设气体先冷却至35℃后氨再冷凝O=V₁×I=843.687×16.769×1122.079÷22.4-709843.548KJQ=V₁×L×M×Cp×T₁=843.687×16.769×4.891×35÷22.4=108120.043KJ=1216932.287+709843.548-503664.633-108120.043=1314991.159KJQ上水=39.324×1000×4.18×30=4931229.600KJ冷却下水带入热量：表3.21水冷器热量汇总表热量(KJ)热量(KJ)热气带入热量Qlo冷却上水带入热量Q上水1216932.287709843.5484931229.6006858005.435执气带出热量Q液氨带出热量Q液冷却下水带入热量Q下水503664.6336246220.7596858005.435其进出口温度无变化，由气体热平衡，氨分离器吸入热、水冷器热平衡计算得：氨分离器支出热，气体放空气带出热量：Q₃=V₃×Cpi₃×T₃=135.479×34.405×35÷22.4=7283.055KJ冷交换器带入热量，由冷交换器热平衡计算得：40第四章设备的选型与计算4.1设备选型合成氨生产中，主要设备为氨合成塔，本设计中采用冷激一间冷式内件，它在是托普索节能型氨合成塔内件基础上开发的一种高效节能型内件，合成塔的选择主要是触媒筐和塔内换热器，本着节约自身的水电和冷冻量消耗，同时提高氨合成反应热的回收品位和利用率的原则，本设计中触媒筐选用三段绝热冷激间冷式内件。三段绝热冷激间冷式内件有如下特点：(1)高效节能，氨净值高；(2)生产能力大；(3)床层间复合换热；(4)节约管材；(5)便于催化剂还原。装填A106型合成塔催化剂，其主要组成为：Fe₃O₄,Al₂O₃,K₂O,CaO等，此种催化剂具有良好的抗毒性能，低温高活性，较好的热稳定性特点。此内件是由三段轴向绝热床和复合换热式结构组成，层间换热器与下部换热器串联，大致结构为第一绝热床+冷激器+第二绝热床+层间换热器+第三绝热床+入塔气体二次入塔，其中二进气体进入下换热器，再经过换热后进入层间换热器，移走第二绝热床层的反应热，冷气升温到390℃左右进入第一绝热床层，进行氨合成反应，在床层间绝热升温，后出第一绝热床层进入第一、第二绝热床空间(冷激器),由冷气体为冷激气源与出第一绝热床层的反应热气体进行混合冷却，冷激气由塔顶引入。混合后的气体进第二绝热床层进行氨合成反应，经绝热升温后出第二绝热床，进入层间换热器，进行冷却换热。气体经冷却后进入第三绝热床进行氨合成反应，绝热升温后的气体进塔内下换热器，将热量移走，温度降至350℃后进中置锅炉，副产1.47MPa蒸汽，后进入塔外预热器。改变副线中冷激气及冷却气的流量，可以调节绝热反应床层的温度。4.2合成塔设计使用绝热冷激间冷式内件的氨合成塔，根据本设计的生产任务及催化剂的用量，考虑塔内换热器的直径，选择直径为2200mm的合成塔能满足生产任务。择耐腐蚀的材料，同时合成氨的环境为高温高压，筒体材料要有一定的耐高温高压的性能，筒体厚度：取φ=1.0,C=1.5mm带入相关数据，计算得：圆整后取δ=160mm经水压试验强度校核后满足面下公式：故合成塔的厚度为160mm,筒体内径为2200mm。4.2.2催化剂层设计选用三段绝热冷激间冷式内件，并在此基础上进行合成塔的催化剂层设计，依据已给定参数设计确定催化剂用量及几何尺寸等工艺参数，然后再按照一定的操作条件计算催化剂层温度、浓度和产量。本设计采用“近似计算法”进行设计。将整个催化剂床层分成三段，各段计算过程如下：H₂N₂ArNH₃61.87520.625进塔气摩尔流量：V₁=11607.770×15×10⁴÷330÷24=235547.281m²/h=206021.429m³/h由联立方程式其中△V表示第n-1段至n段催化剂用量y⁰xn,1,y⁰xn₂0为扣除了惰性气体的第n段催化剂进出计算氨含量，为第n段进出口反应速度倒数43kmol/hkmol/h由公式：上式=0.0588+0.0250=0.0838,y⁰x₂i=0.0915Mki=(10515.504-723.268)=9792.236kmol/hy⁰Nn₂₁=0.0915(1-0.15×10515.504÷9792.236)=0.079由A106催化剂活性曲线查时44②第二绝热床层的计算出第一床层的气体在冷激气的冷激下温度降到400℃,然后进入第二床层进行反应设冷激气的量占总入塔气的25%,则进第二绝热床层摩尔流量：Mk2=Mki+0.25Mko=9775.207+0.25×10515.504=14404.082kmo/h无惰性气体氨分解基流量：设第二段出口氨含量为11.8%,则第二绝热床层无惰性气体进出口氨含量：冷激后氨的含量：△M₂=286806.863÷22.4×[0.141÷(1+0.141)]-0.0661÷(1+0.0661)=868.088kmol/h假设第二段出口温度为480℃,则由A106催化剂活性曲线45AVk₂=V₂×A₂₂=266806.863×2.896×10⁵=7.78m²第二床层生成的氨所放出的热量为：进入第三段气体量为：M₃=M₂-△M₂=14404.083-868.088=13535.995kmol/h查A106催化剂活性曲线46第三段催化剂用量：△Vk₃=A₃3×Vo₃=3.352×10⁵×256008.8687=9.18m²④各段绝热床层的高度计算△L₁=1200mm△L₃=3790mm⑤对于塔体上各种进出管的直径，如冷气体进出管，热气体进出管，冷激气进管，则根据经验数据选取选取气体流速，结合进出气体的流量进行计算，并进行圆整，具体管径为：冷气进出口及冷副线进口：选取公称直径DN=100mm的无缝钢管；热气进口：选取公称直径DN=100mm的无缝钢管；热气出口：选取公称直径DN=150mm的无缝钢管；冷激气进口：选取公称直径DN=80mm的无缝钢管。表4.2各段催化剂床层尺寸及参数表123绝热层高度△L,,mm催化剂用量△Vk,m³催化剂活性系数E,进口温度Tkm-1,℃出口温度Tk,n,℃进口氨含量yvu-,%出口氨含量yvn,,%氨产量△Mwnn,kmol/h催化剂反应热KJ/h4.12×103.67×10′(1)选列管式换热器，换热管选择φ10×1.5,长度为4m的无缝钢管冷气进口温度188.5℃,出口温度325℃热气进口温度480℃,出口温度355℃(2)换热负荷为第三段绝热层生成的热Q=3.67×10⁷KJ/h(3)传热系数的求取根据设计要求，查阅《小氮肥设计手册》,K的取值在350-500千卡/(m²·h·C)则取K的值为2091KJ/(m²·h:°C)(4)△T,的计算根据热气体及冷气体的温度，计算如下：△T=[(480-188.5)—(355-325)]÷1n[(480-188.5)÷(355-325)]=115.2K实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则：所需换热管的根数为：经过核算，满足设计要求。(1)选列管式换热器，换热管选择P10×1.5,长度为4m的无缝钢管冷气进口温度325℃,出口温度390℃热气进口温度480℃,出口温度410℃(2)换热负荷为第三段绝热层生成的热Q=4.12×10⁷KJ/h(3)传热系数的求取故本设计中取K为420千卡/(m²·h-C)=1758.12K·/(m²·h:²C)根据热气体及冷气体的温度，计算如下：AT,=(480-325)-(410-390)÷1n[(480-325)÷(410-390)]=66.18K实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则：所需换热管的根数为：设换热管为正六边形排列，则：管间t₀=1.2d₄=1.2×10=12mm,根据设计手册查取，取t₀=13mm正六边形排列层数a=(12n-3-3)⁰5÷6=40.72实取44层取板间距h=200mm,取e=1.5dy=15mm则设备直径D=t₀(b-1)+2e=13×(78-1)+2×1实取换热器直径1100mm经过核算，能放进设计的塔体内，满足设计要求。对于辅助设备，根据第3章的物料衡算及热量衡算，计算相关数据，并对设备进行选型，选型结果如下：4.3.1废热锅炉选卧式U型换热管，高压管尺寸φ24x1.5换热面积F=141m²按一根U型管7.35m,需列管数n=191根4.3.2热交换器选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程列管尺寸φ14×2无缝钢管取换热管长度L=4m,根数n=1889根4.3.3水冷器选淋洒式排管冷却器高压换热管φ68×13换热面积F=151.263×1.5=227m²需排管数2排4.3.4冷交换器选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程列管尺寸φ14×2无缝钢管换热面积F=1.2×381.48=457.776m²则换热管长L=6m,管数n=2028根4.3.5氨冷器I选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程高压换热管φ19×3传热面积F=341.632m²管长L=8m,U型管取管数n=850根选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程高压换热管φ19×3传热面积F=1860×3.14×0.016×8=747.57m²管长L=8m,U型管取管数n=1860根根据生产任务，结合技术现状，查阅有关资料，进行工艺系统的物料衡算、热量衡算、主要设备的选型及数据计算、辅助设备的选型等工作，设计的结果为：(1)主要设备选型：主要设备为氨合成塔，其内件选择的是三段绝热-冷激间冷式内件，其内部结构组合方式为第一绝热床层+冷激器+第二绝热床层+层间换热器+第三绝热床层+下换热器，其中层间换热器与下换热器以串联方式进行连接。(2)合成塔绝热床层计算结果：主要计算的为